苯-甲苯精馏塔工艺设计_毕业论文设计.doc

题 目 苯甲苯精馏塔设计 完成日期 2012 年 3 月 28 日 毕毕 业业 论论 文（设文（设 计）计） 任任 务务 书书 班级班级 专业专业 姓名姓名 日期日期 2012-3-282012-3-28 1、论文（设计）题目： 苯甲苯精馏塔工艺设计 2、论文（设计）要求： （1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，最好是独立 完成。 （2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。 （3）主题明确，思路清晰。 （4）文献工作扎实，能够较为全面地反映论文研究领域内的成果及其最 新进展。 （5）格式规范，严格按系部制定的论文格式模板调整格式。 （6）所有学生必须在 月 日之前交论文初稿。 3、论文（设计）日期：任务下达日期 2012-2-20 完成日期 2012-3-28 4、指导教师签字： 毕毕 业业 论论 文（设文（设 计）成计）成 绩绩 评评 定定 报报 告告 序 号 评分指标具 体 要 求分数范围得 分 1 学习态度 努力学习，遵守纪律，作风严谨务实，按期完成 规定的任务。 010 分 调研论 证 能独立查阅文献资料及从事其它形式的调研，能 较好地理解课题任务并提出实施方案，有分析整 理各类信息并从中获取新知识的能力。 015 分 综合能 力 论文能运用所学知识和技能，有一定见解和实用 价值。 025 分 2 能 力 与 质 量 论文 （设计） 质量 论证、分析逻辑清晰、正确合理，020 分 3 工作量 内容充实，工作饱满，符合规定字数要求。绘图 (表)符合要求。 0 15 分 4 撰写质量 结构严谨，文字通顺，用语符合技术规范，图表 清楚，字迹工整，书写格式规范， 0 15 分 合计0100 分 评语： 成 绩： 评阅人（签名）： 日 期： 毕业论文答辩及综合成绩 答 辩 情 况 自 述 情 况 清 晰、 完 整 流 利 简 练 清 晰 完 整 完 整 熟 悉 内 容 基 本 完 整 熟 悉 内 容 不 熟悉 内容 回 答 问 题 提 出 问 题 正 确 基本 正确 有一 般性 错误 有原 则性 错误 没有 回答 答辩小组评语及建议成绩： 答辩委员会综合成绩： 答辩委员会主任签字： 年 月 日 题目题目: :苯苯- -甲苯精馏塔设计甲苯精馏塔设计 （一）设计题目（一）设计题目 某化工厂拟采用一板式塔分离苯甲苯混合液。已知：生产能力为年产 9000 吨 99%的苯产品；进精馏塔的料液含苯 70%（质量分数，下同），其余为甲苯；塔顶的 苯含量至少为 99%；残液中苯含量不高于 0.2%；料液初始温度为 30 试根据工艺要求进行： 板式精馏塔的工艺设计； （二）操作条件（二）操作条件 1.塔顶压力 4kpa（表压） 2.进料热状态 泡点进料 3.回流比 1.8 倍最小回流比 4.单板压降 0.7kpa。 （三）塔板类型（三）塔板类型 板式塔 （四）工作日（四）工作日 每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。 （五）主要物性数据（五）主要物性数据 1.苯和甲苯体系可按理想液体混合物 2.安托万 inpi0=ai-antoine 公 i i ct b 表表 苯和甲苯的基础物性数据 abc 苯6.8981206.35220.24 甲苯6.9531343.94219.58 苯苯- -甲苯精馏塔工艺设计甲苯精馏塔工艺设计 摘要：摘要：本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设 计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷 凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物 系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.8 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经 冷却后送至储罐。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石 油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识 和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。 关键词：关键词：二元混合物，分离物系，连续精馏 目录目录 1 精馏方案的说明1 1.1 操作压力.1 1.2 进料状态.1 1.3 采用强制回流（冷回流）.1 1.4 塔釜加热方式、加热介质.1 1.5 塔顶冷凝方式、冷却介质.1 1.6 流程说明.1 1.7 筛板塔的特性 2 1.8 生产性质及用途.2 1.8.1 苯的性质及用途.2 2 精馏塔工艺设计计算.4 2.1 精馏塔物料衡算 .4 2.1.1 计算、4 d x w x f x 2.1.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 4 2.1.3 进料量 f 塔顶馏出液 d 塔底残留液 w 的计算 .4 2.2 相对挥发度及x-y关系 .5 2.3 气液相密度计算 .6 2.4 回流比的确定 .7 2.5 操作线方程 .8 2.5.1 精馏段操作线方程 8 2.5.2 提留段操作线方程 8 2.6 理论塔板数的确定 .8 2.6.1 物料流量 8 2.6.2 塔板数的计算9 3 精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算 .11 3.1 精馏段工艺尺寸的计算 11 3.1.1 塔径、塔高的计算.11 3.1.2 溢流装置的设计 .11 3.1.3 塔板板面布置 .12 3.2 提馏段工艺尺寸的计算 13 3.2.1 塔径、塔高的计算.13 3.2.2 溢流装置的设计 .14 3.2.3 塔板板面布置 .14 4 塔的流体力学验算 .15 4.1 精馏段塔板校核 15 4.1.1 降液管液泛.15 4.1.2 降液管液体停留时间.16 4.1.3 液沫夹带.16 4.1.4 漏夜.16 4.2 提馏段塔板校核 17 4.2.1 降液管液泛.17 4.2.2 降液管液体停留时间.18 4.2.3 液沫夹带.18 4.2.4 漏夜.18 第 5 章 负荷性能图计算.19 5.1 精馏段气液流量的流体力学上下限线 19 5.1.1 漏液线.19 5.1.2 液体流量下限线 .19 5.1.3 液体流量上限线.20 5.1.4 过量雾沫夹带线.20 5.1.5 液泛线.20 5.1.6 塔板工作线.22 5.2 提馏段气液流量的流体力学上下限线 22 5.2.1 漏液线.22 5.2.2 液体流量下限线 .23 5.2.3 液体流量上限线.23 5.2.4 过量雾沫夹带线.23 5.2.5 液泛线.24 5.2.6 塔板工作线.25 6 主要设计结果总汇27 7 总结 .28 参考文献 .29 符号说明 30 致谢 .31 附录 精馏塔装配图 化工系毕业论文（设计） 1 1 精馏方案的说明精馏方案的说明 本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔 的产品要求纯度很高，达 99.9以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔 顶温度变化很窄(0.02)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过 程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。 1.1 操作压力操作压力 精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压 操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不 是混合气体） 。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗 大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。 1.2 进料状态进料状态 进料状态直接影响到进料线（q 线） 、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的 热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件 下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热 量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要 求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提 馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。 泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上 升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故，此设计采用泡点进料。 1.3 采用强制回流（冷回流）采用强制回流（冷回流） 采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。 1.4 塔釜加热方式、加热介质塔釜加热方式、加热介质 塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。 1.5 塔顶冷凝方式、冷却介质塔顶冷凝方式、冷却介质 塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。 1.6 流程说明流程说明 本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成 和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。 精馏过程：30原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器 e102 再经原料预热器进 行预热进一步预热至泡点（97.65，加热介质为水蒸汽） ，温度升至约 97.65,从进料 口进入精馏塔 t101 进行精馏，塔顶气温度为 81.52部分冷凝后的气液混合物进入塔 顶冷却器（冷却介质为冷却水） ，冷凝后的物料进入回流罐 v102，然后再通过回流泵， 将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储 化工系毕业论文（设计） 2 罐 v103，再经产品泵 p104/ab 输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器 e103，经水蒸 汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中， 所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。 1.7 筛板塔的特性筛板塔的特性 筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点： （1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60%左右，为浮阀塔的 80%左右； （2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%-40%； （3）塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮阀塔； （4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低 30%左右。 筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的 料液。 1.8 生产性质及用途生产性质及用途 1.8.1 苯的性质及用途 苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。 分子式 c6h6，相对分子量 78.11，相对密度 0.8794(20)，熔点 5.51，沸点 80.1， 闪点-10.11(闭杯)，自燃点 562.22，蒸气密度 2.77kg/m3，蒸气压 13.33kpa(26.1 )， 标准比重为 0.829。蒸气与空气混合物爆炸限 1.4%8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、 乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能 与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、 (三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发 生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合 成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。 质量标准：见表 11。 表表 1-1 纯苯质量标准（gb/t2283-93） 指标项目 特级一级二级三级 外观室温（1825）下透明液体，不深于每 1000ml 水中含有 0.003g 重铬酸钾溶液的颜色 密度（20） /kg/m3 沸程/ 大气压下（80.1） 酸洗比色 876880 5.2 876880 5.0 875880 4.9 874880 1.0 0.40 0.40 - 化工系毕业论文（设计） 3 1.8.2 甲苯 的性质 甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式 c7h8，相 对分子质量 92.130，相对密度 0.866(20/4)，熔点-95-94.5，沸点 110.4，闪 点 4.44(闭杯)，自燃点 480，蒸气密度 3.14 kg/m3，蒸气压 4.89kpa(30) 比重 d 420、0.866， ，蒸气与空气混合物的爆炸极限为 1.27%7%。几乎不溶于水，与乙醇、 氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或 与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。 流速过快(超过 3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还 原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故 可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表 12。 表表 1-2 甲苯质量标准（gb/t2284-93） 溴价/(g/100ml) 结晶点/ 二硫化碳 /(gbr/100ml) 噻吩/(g/100ml) 0.005 0.04 0.006 0.04 - - - - 中性实验中性 水分室温（1820）下目测无可见不溶水 指标项目 特级一级二级 外观室温（1825）下透明液体，不深于每 1000ml 水中含有 0.003g 重铬酸钾溶液的颜色 密度（20）/(kg/m3) 沸程/ 大气压下（110.6） 酸洗比色 溴价/（gbr/100ml） 863868 0.7 0.15 0.1 861868 0.9 0.20 0.2 860870 2.0 0.30 0.3 中性实验中性 水分室温（1820）下目测无可见不溶水 化工系毕业论文（设计） 4 2 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2.1 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 操作物质为苯甲苯混合物，计算各个物性常数见表 2-1 表表 2-1 苯-甲苯物性常数 物质摩尔质量 (kg/mol) 临界温度 (k) 进口质量组 成(%) 塔釜出口组 成(%) 塔顶出口组 成(%) 苯78562.16700.299 甲苯92591.793099.81 已知: d=9000 吨/年 7 . 0 f 99. 0 d 002 . 0 w 2.1.1 计算、 d x w x f x 根据公式 a a ab ab m x mm 99 78 0.9915 991 7892 d xkmol 0.2 78 0.00236 0.299.8 7892 w xkmol 70 78 0.7335 7030 7892 f xkmol 2.1.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 +-0.7335 78+(1-0.7335) 92=81.7 fff mx mxmkg kmol 苯甲苯 （1） d +-0.9915 78(1 0.9915) 9278.1/ dd mx mxmkg kmol 苯甲苯 （1） w +-0.00236 78(1 0.00236) 9292/ ww mx mxmkg kmol 苯甲苯 （1） 2.1.3 进料量 f 塔顶馏出液 d 塔底残留液 w 的计算 化工系毕业论文（设计） 5 3 9000 10 16/ 78 300 24 dkg h ()16 (0.99150.00236) 21.6 0.73350.00236 fw dw dw fw xxd fxx d xx fkg h xx 则: 21.6 165.6/wfdkg h 2.2 相对挥发度及相对挥发度及 x-yx-y 关系关系 因纯苯塔操作属于常压操作，两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结构比 较接近，所以该混合物为完全理想体系。 由，且相对挥发度 b a ab pp x pp aa a p x y p a b p p 根据 antoine 公式 0 ln i ii i b pa tc 查得：苯和甲苯的基础物性数据见表 2-2 表表 2-2 苯和甲苯的基础物性数据 abc 苯6.8981206.35220.24 甲苯6.9531343.94219.58 所以在 101.3kpa 下, ,80.1 a tc 110.6 b tc 由手册1查的苯-甲苯系的气液平衡数据： 化工系毕业论文（设计） 6 表表 2-3 苯甲苯气液平衡苯（101.3kpa）/%（mol） 温度tc 饱和蒸汽压 a p饱和蒸汽压 b p x y 相对挥发度 80.1101.338.91.0001.0002.60 84114.144.50.8160.9192.56 88128.450.80.6510.8252.53 92144.157.70.5040.7172.49 96161.365.60.3730.5142.46 100180.074.10.2570.4572.43 104200.283.60.1520.3002.40 108222.394.00.0570.1252.34 110.6237.7101.3002.35 由上数据可绘出和 t-x-y 图。 图图 2-1 苯甲苯体系 t-x-y 图 所以 1 2.46 mn n 运用内差法可求得 ，80.6 d tc 110.5 w tc 86 f tc 2.3 气液相密度计算气液相密度计算 （1）塔顶 化工系毕业论文（设计） 7 气相 3 101.3 78 2.69 8.314 (273.1580.6) gd pm kg m rt 液相 已知下20 c 表表 2-4 苯-甲苯物性数据 密度 0 体积膨胀系数 苯 3 879kg m 41 12.4 10c 甲苯 3 867kg m 41 10.9 10c 3 0 41 0 879 817.6 1()1 12.4 10(80.620) lda kg m ttc 3 0 41 0 867 806.4 1()1 10.9 10(80.620) ldb kg m ttc 3 817.6 0.9915806.4 0.0085817.5 ld kg m （2）塔底 气相 3 101.3 78 2.48 8.314 (273.15 110.5) gw pm kg m rt 液相 3 0 41 0 879 790.3 1()1 12.4 10(110.520) lwa kg m ttc 3 0 41 0 867 789.2 1()1 10.9 10(110.520) lwb kg m ttc 3 780.3 0.00236789.2 (1 0.00236)789.2 lw kg m （3）进料板 3 0 41 0 879 812.5 1()1 12.4 10(8620) lfa kg m ttc 3 0 41 0 867 808.8 1()1 10.9 10(8620) lfb kg m ttc 3 812.5 0.7335808.8 (1 0.7335)811.5 lf kg m 2.4 回流比的确定回流比的确定 化工系毕业论文（设计） 8 精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的，适宜回流比的数值在全回流与最小回 流比的数值之间，一般取，此处取 min (1.12)rr: min 1.8rr 已知：2.46 m 泡点进料， 1q 0.7335 qf xxkmol 2.46 0.7335 0.8713 1112.46 10.7335 m q m y x 最小回流比： min 0.99150.8713 0.872 0.87130.7735 dq qq xy r yx min 1.81.8 0.8721.57rr 2.5 操作线方程操作线方程 2.5.1 精馏段操作线方程 1 1.570.9915 0.6110.386 111.57 11.57 1 d nnnn xr yxxx rr 已知 1.57r 9915 . 0 d x2.46 m lrd1.57 16.025.12kmol/h 11.57 116.041.12/vrdkmol h 33 41.12 78 1193.90.33 2.69 d g g vm vm hms 2.5.2 提留段操作线方程 1 mmw lw yxx vv 泡点进料 1q / / 25.1221.6046.72/ 41.12/ llfkmol h vvkmol h 1 46.725.6 1.1360.0003 41.1241.12 mmwmm lw yxxxx vv 2.6 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 2.6.1 物料流量物料流量 化工系毕业论文（设计） 9 78.1+81.7 =80 22 df mm mkg kmol 精 92+81.7 =86.9 22 wf mm mkg kmol 提 （1）精馏段 33 41.12 80 =12320.34 2.69+2.65 2 g g vm vm hms 精 精 343 25.12 80 =2.476.9 10 817.5+811.5 2 s l lm lmhm s 精 精 （2）提馏段 33 41.12 86.9 =13930.39 2.48+2.65 2 g g v m vm hms 提 提 333 46.72 86.9 =5.071.4 10 789.2+811.5 2 s l l m lmhm s 精 精 2.6.2 塔板数的计算 （1）因全回流操作所需的理论塔板数最少，故可用芬斯克方程求解： （不包括再沸器） min 1 0.99151 0.00236 lg lg 1 1 0.99150.00236 1111 lglg2.46 wd dw m xx xx n 根据吉利兰关联图（化工原理下册 图 7-45） min 0.27 1 rr r min 0.37 2 nn n 可知 n=19（不包括再沸器） 由表 2-3 可绘出 x-y 图 化工系毕业论文（设计） 10 图图 2-2 理论板数图解法示意图 如图所示,塔内理论板数为 12 块,精馏段 3 块,提馏段为 8 块,第 4 块为进料板。 查资料： 0.4 0.35 0.29 11 +0.375 22 11 +0.32 22 ii ii mpa s mpa s mpa s xmpa s xmpa s 塔顶 进料板 塔底 精馏 提馏 （0. 4 0. 35） （0. 29 0. 35） 所以 11 +0.348 22 lii xmpa s 全塔（0. 32 0. 375） 查图精馏塔全塔效率关联图（化工原理下册 8-10 图） ， 2.46 0.3480.855 l 所以全塔效率 0 0.50e 可知实际塔板数 p n 0 12 24 0.50 t p n n e 化工系毕业论文（设计） 11 3 精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算 3.1 精馏段工艺尺寸的计算精馏段工艺尺寸的计算 3.1.1 塔径、塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 2.47814.5 0.035 12322.67 sl lv sg l f v 取，则分离空间为4000.40 t hmmm0.06 l hm 0.400.060.34 tl hhm 查液体表面张力共线图得： 0.0234 0.0239 11 +0.0237 22 ii n m n m xn m 塔顶 进料板 精馏 （0. 0234 0. 0239） 查史密斯关联图（化工原理下册 8-13 图）：，因表面张力的差异，气 20 0.073c 体负荷因子的矫正为 20 0.20.2 0.073 0.073 0.0200.020 ()() 0.0237 c c 最大允许速率为 max 814.52.67 0.0731.27/ 2.67 lg g cm s 取空塔速率为最大允许速率的 0.7 倍，则空塔速率为 max 0.70.7 1.270.9uum s 则塔径 d 为 4 4 0.34 0.72 3.14 0.9 g v dm u 根据标准塔径圆整为 0.8dm 当塔径为 1m 时，其板间距可取 400mm。因此，所设板间距可用。 3.1.2 溢流装置的设计 化工系毕业论文（设计） 12 对平直堰，选堰长与塔径之比为 0.70，于是堰长为 0.70.70 0.800.56 w ldm 2.52.5 2.47 10.5 0.56 l w v l 查液流收缩系数图（化工原理下册 8-15 图） ，得，1.011.0e 即 2 3 2 3 2.47 0.002840.002840.0076 0.56 l ow w v hm l 于是 0.060.00760.052452 wlow hhhmmm 取 0 52 1042hmm 222 11 3.14 0.80.5024 44 t adm 根据，查弓形降液管的宽度与面积图（化工原理下册 8-17 图）确定降液0.70 w l d 管横截面积， f a 0.09 f t a a 即 2 0.090.09 0.50240.045 ft aam 3.1.3 塔板板面布置 取0.07 ,0.05 sc wm wm 查弓形降液管的宽度与面积图（化工原理下册 8-17 图）确定，即0.15 d w d 0.150.15 0.80.12 d wdm 0.8 ()(0.120.05)0.23 22 ds d xwwm 0.8 0.050.35 22 c d rwm 即 222 2(arcsin) a x axrxr r 222 2 0.23 2 (0.23(0.35)(0.23)(0.35)arcsin) 1800.35 0.30m 筛孔按正三角形排列，取孔径， ，得2.0 o dmm/2.7 o t dd 化工系毕业论文（设计） 13 开孔率 22 1 0.907()0.907 ()0.1212 2.7 o d t 筛孔率 22 0.30 1.151.159600 (0.062) a a n t 筛孔总面积 2 0 0.12 0.300.036 a aam 3.23.2 提馏段工艺尺寸的计算提馏段工艺尺寸的计算 3.2.1 塔径、塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 5.07800.4 0.064 13932.57 sl lv sg l f v 取，则分离空间为4000.40 t hmmm0.06 l hm 0.400.060.34 tl hhm 查液体表面张力共线图得： 0.0215 0.0239 11 +0.0227 22 ii n m n m xn m 塔底 进料板 提馏 （0. 0215 0. 0239） 查史密斯关联图（化工原理下册 8-13 图）：，因表面张力的差异，气 20 0.072c 体负荷因子的矫正为 20 0.20.2 0.072 0.074 0.0200.020 ()() 0.0227 c c 最大允许速率为 max 800.42.57 0.0741.3/ 2.57 lg g cm s 取空塔速率为最大允许速率的 0.7 倍，则空塔速率为 max 0.70.7 1.30.91uum s 则塔径 d 为 4 4 0.39 0.74 3.14 0.91 g v dm u 根据标准塔径圆整为 化工系毕业论文（设计） 14 0.8dm 当塔径为 1m 时，其板间距可取 400mm。因此，所设板间距可用。 3.2.2 溢流装置的设计 对平直堰，选堰长与塔径之比为 0.65，于是堰长为 0.650.65 0.800.52 w ldm 2.52.5 5.07 26 0.52 l w v l 查液流收缩系数图（化工原理下册 8-15 图） ，得，1.041.0e 即 2 3 2 3 5.07 0.002840.002840.013 0.52 l ow w v hm l 于是 0.060.0130.04747 wlow hhhmmm 取 0 47 1235hmm 222 11 3.14 0.80.5024 44 t adm 根据，查弓形降液管的宽度与面积图（化工原理下册 8-17 图）确定降0.65 w l d 液管横截面积， f a 0.15 f t a a 即 2 0.150.15 0.50240.075 ft aam 3.2.3 塔板板面布置 取0.07 ,0.05 sc wm wm 查弓形降液管的宽度与面积图（化工原理下册 8-17 图）确定，即0.13 d w d 0.130.13 0.80.10 d wdm 0.8 ()(0.100.07)0.25 22 ds d xwwm 0.8 0.050.35 22 c d rwm 即 222 2(arcsin) a x axrxr r 222 2 0.25 2 (0.25(0.35)(0.25)(0.35)arcsin) 1800.35 0.32m 化工系毕业论文（设计） 15 筛孔按正三角形排列，取孔径， ，得2.5 o dmm/3.06 o t dd 开孔率 22 1 0 0.907()0.907 ()0.0979.7 0 3.06 o d t 筛孔率 22 0.32 1.151.156542 (0.075) a a n t 筛孔总面积 2 0 0.097 0.320.0323 a aam 塔高 (1)(24 1) 0.040.92 pt znhm 4 塔的流体力学验塔的流体力学验 4.1 节节 精馏段塔板校核精馏段塔板校核 4.1.1 降液管液泛 取板厚，查干板孔流系数图6 . 0/ o d0.72 o c 0 0.34 9.5/ 0.036 g o v um s a 干板压降 2 2 0 0 112.679.5 0.03 22 9.81 814.50.72 v d l u hm gc 0.34 0.824 20.50240.045 2 g a tf v um s aa 故气相动能因子 0.50.50.50.5 0.824 2.671.35 aag fukgms: 查充气系数和动能因子间之关系图（化工原理下册 8-19 图）确定充气系数 a f 0.62 计算气体通过塔板的压降 p h 0.030.62 0.060.07 pdl hhhm液注 计算液体通过塔板的压降 r h 2 4 5 0 6.9 10 0.1530.1538.4 10 0.7 0.042 l r w v hm l h 液注 化工系毕业论文（设计） 16 计算降液管内清液层高度，并取泡沫相对密度， d h0.5 5 0.070.068.4 100.13 dplr hhhhm 而 0.400.052 0.23 22 tw hh m 可见，满足要求。 d h 1 2 tw hh 降液管内不会发生液泛。 4.1.2 降液管液体停留时间 0.045 0.13 9.6 0.00069 fd l a h s v 即：，可见停留时间足够，不会发生气泡夹带现象。9.65ss 4.1.3 液沫夹带 6 3.2 5.7 10 () v tf u e hh 6 3.2 5.7 10 () 2.5 g tf tl v aa hh 3.2 6 0.34 5.7 10 0.50240.045 0.02370.452.5 0.06 0.007/0.1/kgkgkgkg液体干气体液体干气体 可见液沫夹带量可以允许。 4.1.4 漏夜 计算克服液体表面张力的作用引起的压降h 44 0.0237 0.006 9.819.81 814.5 0.002 lo hm d 液注 计算漏夜点气速 ow u 0.00560.13 4.4 ll owo v hh uc 化工系毕业论文（设计） 17 0.00560.13 0.060.006807.421 4.4 0.72 2.67 4.7m s 9.5 2.01.5 2 4.7 o ow u k u （） 可见不会发生严重漏液现象。 4.2 节节 提馏段塔板校核提馏段塔板校核 4.2.1 降液管液泛 取板厚，查干板孔流系数图6 . 0/ o d0.81 o c 0 0.39 12.1/ 0.0323 g o v um s a 干板压降 2 2 0 0 112.5712.1 0.037 22 9.81 800.40.81 v d l u hm gc 0.39 1.1 20.50240.075 2 g a tf v um s aa 故气相动能因子 0.50.50.50.5 1.1 2.571.76 aag fukgms: 查充气系数和动能因子间之关系图（化工原理下册 8-19 图）确定充气系数 a f 0.62 计算气体通过塔板的压降 p h 0.0370.62 0.060.074 pdl hhhm液注 计算液体通过塔板的压降 r h 2 3 4 0 1.4 10 0.1530.1539.0 10 0.52 0.035 l r w v hm l h 液注 计算降液管内清液层高度，并取泡沫相对密度， d h0.5 4 0.0740.069 100.1349 dplr hhhhm 而 0.40.047 0.224 22 tw hh m 可见，满足要求。 d h 1 2 tw hh 化工系毕业论文（设计） 18 降液管内不会发生液泛。 4.2.2 降液管液体停留时间 0.075 0.1349 7.23( ) 0.0014 fd s ah s l 即：，可见停留时间足够，不会发生气泡夹带现象。7.23(3 5)ss 4.2.3 液沫夹带 6 3.2 5.7 10 () v tf u e hh 6 3.2 3.2 6 5.7 10 () 2.5 0.39 5.7 10 0.50240.075 0.02270.452.5 0.06 0.01/0.1/ g tf tl v aa hh kgkgkgkg 液体干气体液体干气体 可见液沫夹带量可以允许。 4.2.4 漏夜 计算克服液体表面张力的作用引起的压降h 44 0.0227 0.005 9.819.81 800.4 0.0025 lo hm d 液注 计算漏夜点气速 ow u 0.00560.13 4.4 ll owo v hh uc 0.00560.13 0.060.005800.4 4.4 0.81 2.57 5.8m s 12.1 2.11.5 2 5.8 o ow u k u （） 可见不会发生严重漏液现象。 5 负荷性能图计算负荷性能图计算 化工系毕业论文（设计） 19 5.1 精馏段气液流量的流体力学上下限线精馏段气液流量的流体力学上下限线 5.1.1 漏液线 第一点取设计点的液体流量,故,于是,相应漏夜点的气 3 2.47 l vm h4.7 ow um s 体体积流量为 2 4.7 0.035 3600592 gowo vuamh 第二点取液体流量为, 3 10 l vm h 由液流收缩系数图(化工原理下册 8-15 图)得,1.04e 2 3 2 3 10 0.002840.00284 1.040.02 0.56 l ow w v hem l 于是 0.0520.020.072 lwow hhhm 对应的漏夜点气速为 0.00560.13 4.4 ll owo v hh uc 0.00560.13 0.0720.006814.5 4.4 0.72 2.67 5.2m s 故 2 5.2 0.036 3600660 gowo vuamh 根据(2.47,618)和(10,654)两点,作直线即为漏夜线. 5.1.2 液体流量下限线 令： 006 . 0 1084 . 2 3/2 3 w l ow l v eh 又： e=1.04 0.70 w l 则： 3 2.15/ l vmh 在负荷性能图处作垂直线，即为液体流量下限线。 3 2.15/ l vmh 化工系毕业论文（设计） 20 5.1.3 液体流量上限线 取降液管内液体停留时间为 3s， 则： 3 3600 0.045 0.4 3600 21.6/ 33 ft l a h vmh 在负荷性能图处作垂直线，即为液体流量上限线。 3 21.6/ l vmh 5.1.4 过量雾沫夹带线 第一点为设计点， 3 2.47 l vm h 由 3.2 6 5.7 10 0.1 v tf u e hh 1 3.2 6 0.1 5.7 10 tf uhh 1 3.2 6 0.1 0.0237 0.40.06 2.5 5.7 10 1.6m s 于是 3 ()1.6 (0.50240.045) 36002634 gtf vu aam h 第二点取液体流量为， 3 10 l vm h0.072 l hm 2.52.5 0.0720.18 fl hhm 1 3.2 6 0.1 5.7 10 tf uhh 1 3.2 6 0.1 0.0237 0.40.072 2.5 5.7 10 1.5m s 3 ()1.5 (0.50240.045) 36002470 gtf vu aam h 根据(2.47,2634)和(10,2470)两点,在负荷性能涂上作出液沫夹带线. 5.1.5 液泛线 第一点为设计点， 3 2.47 l vm h0.06 l hm0.62 2 0 0 1 0.62 0.06 2 g pdl l u hhh gc 化工系毕业论文（设计） 21 已求得 2 4 5 0 6.9 10 0.1530.1538.4 10 0.7 0.042 l r w v hm l h 液注 dplr hhhh 2 5 0 0 1 0.62 0.060.068.4 10 2 g l u gc 令 11 ()(0.400.052)0.226 22 dtw hhh 可见 2 5 0 0 1 0.62 0.060.068.4 100.226 2 g l u gc 已知，由上式解出，得 0 0.72c 0 20.5um s 3 00 20.5 0.036 36002657 g vu am h 第二点取液体流量为， 3 10 l vm h0.072 l hm 0.62 0.072 pdld h